化工原理课程设计再沸器的设计.doc

化工原理课程设计再沸器的设计
操作条件
壳程
管程
温度/℃
151.7（冷凝温度T）
137.8(沸点tb)
压力（绝）/MPa
0.5
0.12
蒸发量/(kg)

10864.61
壳程凝液物性（151.7℃）
管程流体物性（137.8℃）
液相
气相
潜热
rc=2113.2kJ/kg
rb=310.3 kJ/kg

热导率
λc =0.684W/(m·K)
λb =0.104W/(m·K)

黏度
μc =0.186/mPa·s
μb =0.22/mPa·s
μv=0.0085/mPa·s
密度
ρc =917kg/m3
ρb =977.5 kg/m3
ρv =3.955 kg/m3
比热容

Cpb =1.6748 kJ/(kg·K)

表面张力

σb =19.6mN/m

蒸汽压曲线斜率

(△t/△p)s =2.159×10-3 K·m2/kg

再沸器的设计
一、设计条件
以在五个大气压下（0.5Mpa）的饱和水蒸汽作为热源。设计条件如下：
（1）管程压力、、
管程压力(以塔底压力计算)：

（2）将釜液视为纯氯苯，在釜底压力下，其沸点：
根据安托因公式：
查资料得：A=9.25 B=225.69 C=1516.04
则有：
=137.8℃
（3）再沸器的蒸发量
由于该塔满足恒摩尔流假设，则再沸器的蒸发量：

（4）氯苯的汽化潜热

常压沸点下的汽化潜热为35.3×103KJ/Kmol（即为313.5KJ/kg）.纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
(tc=359.2℃)

其中℃,℃,,则：

二、工艺结构尺寸的估算
（1）、计算传热速率Q

(2)、计算传热温差△tm
△tm=T-tb=151.7-137.8=13.9℃
(3)、假定传热系数K
依据壳程与管程中介质的种类，按竖直管式查表，从中选取K=800W/（m2.k）
(4)、计算传热面积Ap

（5）、传热管规格选为Φ25mm×2mm,L=4000mm,按正三角形排列，则传热管的根数为

（6）、壳体直径
按3.4.3.2节中介绍的方法求取壳体直径。由
解得(另外一负值舍去)则。于是：

取进口管直径，出口管直径
三、传热系数校核
1.显热段传热系数KL
① 假设传热管出口气化率为,釜液蒸发量为Db,则循环量Wt为

② 显然段传热管内传热膜系数 设传热管内流通截面积为,则传热管内釜液的质量流率G为

显热段传热管内传热膜系数为

③壳程冷凝传热膜系数

④ 污垢热阻
沸腾侧： 冷凝侧： 管壁：
⑤ 显热段的传热系数

2.蒸发段传热系数KE
(1) 管内沸腾-对流传热膜系数

①泡核沸腾的平均修正系数a

当时
查图得aE=0。
当时
查图得a＇=0.43。

②泡核沸腾传热膜系数
③质量分数x=0.4xe处的对流传热膜系数

④管内沸腾-对流传热膜系数

（2）蒸发段传热系数
3.显热段和蒸发段长度
显热段长度LBC和传热管总长L之比为

4.平均传热系数

5.面积裕度核算
比较K计算和K假定，若K计算比K假定高出20%，则说明假定值尚可，否则要重新假定K值。

四、循环流量的校核
1.循环推动力
当

当，按上述同样的方法求得
查表并根据焊接需要选取再沸器上部管板至接管入塔口间的高度
计算循环推动力
2.循环阻力

（1）管程进口管阻力

(2)加速损失

(3)传热管显热段阻力损失
按直管阻力损失计算

(4) 传热管蒸发段阻力损失
该段为两相流，故其流动阻力损失计算应按两相流考虑。计算方法是分别计算该段的气液两相流动的阻力，然后按一定方法加和，求得阻力损失。
①气相流动阻力损失 取该段内的平均气化率，则气相质量流速Gv为

气相流动的:

②液相流动损失

③两相压降

（5）管程出口阻力
①气相流动阻力损失 出口管中气相质量流率为：

出口管中气相流动的为：

②液相流动阻力
液相流率为：
液相c动为：

③两相压降

循环阻力
3.循环推动力与循环阻力的相对误差

核算满足要求，所设计的再沸器合适。
五、传热面积裕度
所需换热面积
面积裕度
10 / 10